化工原理课设精馏塔设计-苯和甲苯

1、辽宁工业大学课程设计说明书（论文）I 前言塔设备的工作原理是通过内部结构使气液两相或液液之间充分接触，实现质量传递和热量传递。它是一种重要的单元操作设备，在石油化工、炼油、医药及环境保护等工业部门应用广泛。蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。本设计主要内容，主要是工艺设计部分，塔板的类型和选择、操作压力的选择、精馏塔的物料衡算、确定

2、塔高、塔径、理论塔板数、全塔效率、塔顶及塔底产品的预分配、溢流装置的设计、塔板流体力学验算、气相通过筛板塔的压强降等。本次设计的题目是苯甲苯连续精馏塔的工艺设计，选用筛板式塔。此塔具有生产能力较大、操作弹性大、液面落差也较小、压力降小、结构简单、造价低等特点，发展前途广泛，主要应用于石油、化工、轻工、医药及环境保护等领域。辽宁工业大学课程设计说明书（论文）II目录第 1 章 设计方案的论证.1 11.1 装置流程的确定.11.2 操作压力的选择 .11.3 进料状况和加热方式的选择 .11.4 回流比的选择 .21.5 塔板的类型和选择 .2第 2 章 精馏塔设计任务书.3 32.1. 设计题

3、目 .22.2.工艺条件 .22.3. 设计内容 .32.4. 设计结果总汇 .32.5. 参考文献 .3第 3 章 设计计算.4 43.1.精馏流程的确定 .43.2 塔的物料衡算 .43.2.1 进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数.43.2.2 平均摩尔质量.43.2.3 物料衡算.43.3 塔板数的确定 .53.3.1 理论板 NT的求法 .53.3.2 全塔效率.73.4 塔工艺条件及物性数据计算 .73.4.1 精馏段操作压力 .73.4.2 操作温度 .83.4.3 平均摩尔质量计算 .9辽宁工业大学课程设计说明书（论文）III3.4.4 平均密度计算.103.4.5 液体平均表面张力

4、.103.4.6 液相平均黏度.103.4.7 塔体工艺尺寸的计算.113.4.8 塔板主要工艺尺寸的计算 .153.4.9 塔板的流体力学验算.173.4.10 塔板负荷性能图 .203.4.11 浮阁塔工艺设计结果一览表.27第 4 章 塔附件设计.28284.1.附件的计算 .284.1.1 接管.284.1.2 筒体与封头 .294.2.附属设备设计 .304.2.1 冷凝器.304.2.2 再沸器 .31附件.34参考文献.35心得体会.36辽宁工业大学课程设计说明书（论文）1第 1 章 设计方案的论证1.1 装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，

5、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝器装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。1.2 操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷

6、凝下来的物系，都应采用常压横流，本设计中采用常压。1.3 进料状况和加热方式的选择蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器工业上多采用接近泡点的液体进料，所以本设计中采用泡点进料。辽宁工业大学课程设计说明书（论文）21.4 回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择回流比。本设计中取实际回流比是最小回流比的 1.6 倍，经计算实际回流比为 2.16。1.5 塔板的类型和选择工业应用以错流式塔板为主，本设计使用筛板塔，它是优点是结构简单、造价低廉，因而对大规

7、模生产具有重大意义。经过长期系统研究和大量的工业生产实践，目前已形成较完善的设计方法，只要设计合理，筛板可具有足够的操作弹性。此外，筛板塔压降小，液面落差也较小，生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，已广泛应用于工业生产装置中。第 2 章 精馏塔设计任务书2.1. 设计题目 苯与甲苯精馏塔设计2.2.工艺条件生产能力：6800（料液）/kg h原料组成：进料 41%（质量分数，下同） ，产品组成：馏出液 99%苯，釜液 2%的苯操作压力：塔顶压强为常压进料状况：q=1加热方式：直接蒸汽加热回流比： 自选辽宁工业大学课程设计说明书（论文）32.3. 设计内容1 确定精馏装置流程;2 工艺参数的确定基础

8、数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。2.4. 设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。2.5. 参考文献 列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。流程的设计及说明工艺流程：原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进

9、入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。辽宁工业大学课程设计说明书（论文）4第 3 章 设计计算3.1.精馏流程的确定：苯和甲苯的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品

10、经冷却后送入贮槽。3.2 塔的物料衡算3.2.1 进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量苯的摩尔质量 78/AMkg kmol甲苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量 92/BMkg kmol进料组成: 41/ 780.450441/ 7859 / 92Fx塔顶组成： 99/780.991599/78 1/92Dx 塔底组成： 2/780.02352/7898/92Wx3.2.2 平均摩尔质量0.4504 78(1 0.4504) 9285.6944/0.9915 78(1 0.9915) 9278.119/0.0235 78(1 0.0235) 9291.671/FDWMkg kmolMkg kmo

11、lMkg kmol3.2.3 物料衡算每小时处理的摩尔量：,6800680079.3517/85.6944n FFqkmol hM总物料衡算： ,79.3517n Dn Wqq易挥发组分物料衡算：,0.99150.02350.4504 79.3517n Dn Wqq辽宁工业大学课程设计说明书（论文）5联立以上三式可得：,35.0002/44.3515/n Dn Wqkmol hqkmol h式中： 原料夜流量，,n Fq/kmol h 塔顶产品（馏出液）流量，,n Dq/kmol h 塔釜产品（釜液）流量，,n Wq/kmol h 原料液组成（摩尔分数）Fx 塔底产品组成（摩尔分数）Wx 塔顶

12、产品组成（摩尔分数）Dx3.3 塔板数的确定3.3.1 理论板 NT的求法用图解法求理论板（1） 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出 y-x 图，见附图 1（2） 进料热状况参数1q （3）q线方程：是垂直于横轴且过点的直线(,)FFxx（4） 最小回流比及操作回流比 RminR依公式： min0.99150.681.350.680.45DqqqxyRyx取操作回流比： min1.61.6 1.352.16RR（5）求蒸馏塔汽液相负荷=2.1635.0002=75.6004 ,n Dn LqRq精/kmol h=(2.16+1)35.0002=110.6006 ,(1)n Dn VqRq精/kmo

13、l h=75.6004+79.3517=154.9521 ,n Ln Fn Lqqq提/kmol h辽宁工业大学课程设计说明书（论文）6=110.6006 ,(1)n Vn Fn Vqqqq提/kmol h（6）操作线方程精馏段操作线方程,0.68360.3165n Ln DDn Vn Vqqyxxxqq精精精精精提镏段操作线方程,1.4010.401n Ln WWn Vn Vqqyxxxqq提提提提提（7）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如附图 1 所示。求解结果为：总理论板层数，其中精馏段板数为 9，提镏段板数为 7（不包括17TN 辽宁工业大学课程设计说明书（论文）7再沸器）

14、 ，进料板位置。F10N 3.3.2 全塔效率塔内的平均温度为 94.8,查附录得到苯：，甲苯： =0.26maLP s =0.286maLP s则在进料时，该温度下的平均粘度0.4504Fz 0.4504(1 0.4504)0.4504 0.260.5496 0.2860.274.amABmP s2.47 0.274=0.677m查精馏操作总板效率关联图，可得: 54%TE 3.3.3 实际板数pN精馏段实际板层数: ,9/0.5417pN精提馏段实际板层数: ,7/0.54 13pN提总实际板层数： 17 1330pN 3.4 塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.4.1精馏段的操作压力精馏

15、段的操作压力精馏段的操作压力塔顶操作压力 DP =PP1014105kPa当地表每层塔板压降 0.7pkPa进料板压降 101 0.7 13110.1FpkPa精馏段平均压降 (101 110.1)/ 2105.55mpkPa提镏段的操作压力每层塔板压降 0.7pkPa辽宁工业大学课程设计说明书（论文）8塔底操作压力 P =1050.7 28124.6kPaW进料板压降 1050.7 13114.1FpkPa提馏段平均压降 (124.6 114.1)/ 2119.35mpkPa3.4.2 操作温度 近似取塔顶温度为 80.3,进料温度为 93.2,塔釜温度为 109.3 精馏段平均温度 2DW

16、mtt t86. 75提馏段平均温度 2DWmtt t101. 253.4.3 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由=0.9915，查平衡曲线,查平衡曲线得1Dxy=0.997；由，查平衡曲线,查平衡曲线得。1x10.012Wxy10.01x ； VDm0.9915 78(1 0.9915) 9278.119/Mkg kmol；LDm0.997 78(1 0.997) 9278.042/Mkg kmol0.012kg kmol0.010kg kmolVWmLWmMM 进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：=0.68 =0.45；FyFx ；VFm0.68 78(1 0.68) 9282.48/

17、Mkg kmol ； LFm0.45 78(1 0.45) 9285.7/Mkg kmol精馏段气液混合物平均摩尔质量：；Vm(78.119 82.48) 2 80.30/Mkg kmol精；Lm(78.042 85.7) 281.871/Mkg kmol精提镏段气液混合物平均摩尔质量：辽宁工业大学课程设计说明书（论文）9(91.76 83.74)/2kg kmol(91.86 85.7)/2kg kmolVmLmMM提提3.4.4 平均密度 1、气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即3VmVmp101.325 80.32.72/8.314 (86.75 273)mmMkg mRT精精精精3

18、119.353.34/8.314 (101.25 273)mVmVmmpMkg mRT提提提提 2、液相平均密度液相平均密度 液相平均密度计算公式1/iimW塔顶液相平均密度：由由，查得，查得80.3DtC33kg m803kg m .AB 31=813.008kg m0.99/8050.01/803LDm塔顶液相平均密度：由由，查得，查得109.2WtC33kg m765kg m .AB 31=769.23kg m0.01/7600.99/765LWm进料板液相平均密度：由：由，查得，查得93.2FtC33kg m786kg m .AB 进料板液相的质量分数为0.45 780.4100.45

19、Aw31=784.4kg m0.410/781 0.590/786LFm进料板液相平均密度：由：由，查得，查得93.2FtC33kg m786kg m .AB 辽宁工业大学课程设计说明书（论文）10进料板液相的质量分数为0.36 780.3230.36Aw31=784.4kg m0.323/781 0.677/786LFm 故 精馏段平均液相密度：；3L(813.008 787.40) 2 800.204/mkg m精提馏段的平均液相密度：3L(787.40 769.23) 2778.315/mkg m提 3.4.5 液体平均表面张力 Lmiix 查附录可知， 精馏段液相平均表面张力为：Lm2

20、0.9/mN m精提馏段液相平均表面张力为：Lm17.25/mN m提 3.4.6 液相平均粘度Lm 塔顶液相平均粘度，由由=80.3查手册得：Dt ； ；0.307(. )AmPa s0.306(. )BmPa s ；0.9915 0.3070.085 0.3060.307(. )LDmmPa s 进料板液相平均粘度的计算：由=93.5手册得：Ft ； ；0.26(. )AmPa s0.286(. )BmPa s ； 0.4504 0.260.5496 0.2860.274(. )LFmmPa s 精馏段液相平均黏度为辽宁工业大学课程设计说明书（论文）11 (0.3070.274)/ 20.

21、2905(. )LmmPa s3.4.7 塔体工艺尺寸的计算1. 塔颈的计算塔颈的计算（1 1）最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式：maxLVVuC精馏段的气、液相体积流率为,110.6006 80.300.89836003600 2.72n VVmV VVmqMq3/ms,75.6004 81.870.0021436003600 800.204n LLmV LLmqMq3/ms求求 C C，其中，其中由附图由附图 2 2 查取，图中横坐标为查取，图中横坐标为20C,1/21/2,0.00214 3600800.204()()0.04090.898 36002.72V LLV VVqq

22、取板间距取板间距m m，板上液层高度，板上液层高度m m，则，则0.45TH 0.05Lh m m0.450.050.4TLHh辽宁工业大学课程设计说明书（论文）12查附图查附图 2 2 得得=0.0850.08520C0.20.22020.9()0.085 ()0.08572020LmCCm/sm/smax800.204 2.720.08571.4672.72LVVuC取安全系数为取安全系数为 0.60.6，则空塔气速为，则空塔气速为 m/sm/smax0.60.6 1.4670.8802uu提馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为,110.6006 87.120.8013600

23、3600 3.34n VVmV VVmqMq3/ms,154.9521 88.780.0049136003600 778.315n LLmV LLmqMq3/ms求求 C C，其中，其中由附图由附图 2 2 查取，图中横坐标为查取，图中横坐标为20C,1/21/2,0.00491 3600778.315()()0.09350.801 36003.34V LLV VVqq辽宁工业大学课程设计说明书（论文）13取板间距取板间距m m，板上液层高度，板上液层高度m m，则，则0.45TH 0.05Lh m m0.450.050.4TLHh查附图查附图 2 2 得得=0.0850.08520C0.20

24、.22017.25()0.085 ()0.08252020LmCCm/sm/smax778.3153.340.08251.2573.34LVVuC取安全系数为取安全系数为 0.60.6，则空塔气速为，则空塔气速为 m/sm/smax0.60.6 1.2570.754uu（2 2）塔径）塔径m m,44 0.8981.143.14 0.8802V VqDu按标准塔径圆整后为按标准塔径圆整后为D=1.2mD=1.2m塔截面积为塔截面积为221.21.130444TAD2m实际空塔气速为实际空塔气速为m/sm/s,0.8980.7941.1304V VTquA2. 塔有效高度的计算精馏段有效高度为精

25、馏段有效高度为m m(1)(17 1) 0.457.2TZNH 精精提馏段有效高度为提馏段有效高度为m m(3)(13 3) 0.45 4.5TZNH提提在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为 0.8m0.8m，故精馏塔德有效高度为，故精馏塔德有效高度为m m()0.8 27.24.50.8 213.3ZZZ精提3.4.83.4.8 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算溢流装置计算因塔径 D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘，各项计算如下：（1 1）堰长）堰长取m m wl0.660.66 1.20.79w

26、lD （2 2）溢流堰高度）溢流堰高度 公式whLowwhhh辽宁工业大学课程设计说明书（论文）14选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即owh,2/32.84()1000V LowwqhEl精精,2/32.84()1000V LowwqhEl提提近似取 E=1，则m m,2/32/32.842.840.00214 3600()1 ()0.0028100010000.79V LowwqhEl 精精,2/32/32.842.840.00491 3600()1 ()0.0023100010000.79V LowwqhEl 提提取板上液层高度= =0.05m，Lh故：Low0.05 0.00280.

27、0472whhhm精精Low0.05 0.00230.4977whhhm提提（3 3）弓形降液管宽度与降液管面积dWfA由=0.66，查图查图 3 35 5 得：得：，故，故/wlD0.0722fTAA0.124dWD0.07220.0722 1.13040.0816fTAA2mm m0.1240.124 1.20.1488dWD依式依式验算液体在降液管中停留时间，即,3600fTV LA Hq,36003600 0.0816 0.4517.1650.00214 3600fTV LA Hssq精精,36003600 0.0816 0.457.4850.00491 3600fTV LA Hssq

28、提提故降液管设计合理。辽宁工业大学课程设计说明书（论文）15（4 4）降液管底隙高度 计算公式0h,003600V Lwqhl u取取0.1/um sm m,003600 0.002140.02736003600 0.79 0.1V Lwqhl u精精,003600 0.004910.06236003600 0.79 0.1V Lwqhl u提提00.04720.0270.02020.006whhmm精精00.49770.0620.43570.006whhmm提提故降液管底隙高度设计合理。 2. 精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列 取阀孔动能因数，用式求孔速，即0

29、10F 00VFu0u00106.062.72VFu精精/m s00105.473.34VFu提提/m s依式求每层塔板上的浮阀数，即,2004V VqNd u,22000.8981240.0396.0644V VqNd u精精精,22000.8011230.0395.4744V VqNd u提提提取边缘区宽度，破沫区宽度。0.06cWm0.07sWm依式计算鼓泡区面积，即22212sin ()180aXAXRXRR辽宁工业大学课程设计说明书（论文）161.20.060.5422cDRWm1.2()(0.14880.07)0.381222dsDXWWm22210.38122 0.3812 0.

30、540.38120.54sin ()0.7481800.54aA2m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，则可按下式估算排间距 ，即750.075tmmmt0.7480.0880124 0.075atAtmmmN考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排列间距不宜采用 80mm，而应小于此值，故取。65tmm按按，以等腰三角形叉排方式作图，75tmm65tmm辽宁工业大学课程设计说明书（论文）17得阀数个120N 按重新核算孔速及阀孔动能因数：120N ,02200.8986.27/0.03912044V Vqum sd N00

31、F6.272.7210.34Vu阀孔动能因数变化不大，仍在 912 范围内。塔板开孔率=00.794100%12.7%6.27uu3.4.9 塔板的流体力学验算1. 气相通过浮阁塔板的压降可根据式计算塔板压降。pclhhhh（1 1）干板阻力 由式计算临界孔速，即1/1.825073.1cVu1/1.8251/1.825073.173.16.07/2.72cVum s精精1/1.8251/1.825073.173.15.42/3.34cVum s提提因，则可按式计算，即0cuuch205.342VcLuhg2206.072.725.345.340.03422 9.81 800.204VcLuh

32、mg精精精精2205.423.345.345.340.03422 9.81 778.315VcLuhmg提提提提（2 2）板上充气液蹭阻力本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢lh辽宁工业大学课程设计说明书（论文）18化合物，可取充气系数。依式得00.50lLhh0h+hmlwowh 精精精0h+hmlwowh 提提提（3 3）克服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其很小，可0hh忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当液柱高度为： 0.036 0.0250.061pclhhhm精精精 0.034 0.250.284pclhhhm提提提单板压降单板压降 0.061 800.204

33、 9.81478.85ppLphg精精精ap0.284 778.315 9.812168.42ppLphg提提提ap2. 降液管中清夜层高度的确定为了防止淹塔想象的发生，要求控制降液管中清液曾高度。dTwHHh可用下式计算，即dHdpLdHhhh（1 1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度，0.061phm精0.284phm提（2 2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式 dh计算计算2,00.153V Ldwqhl h 22,00.002140.1530.1530.00150.79 0.027V Ldwqhml h精精精22,00.004910.1530.1530.00150.79

34、 0.62V Ldwqhml h提提提（3 3）板上流层高度，取0.05Lhm 因此0.061 0.05 0.00150.1125dpLdHhhhm精精精精辽宁工业大学课程设计说明书（论文）190.2840.25 0.00150.5355dpLdHhhhm提提提提取0.5,0.45,0.0472TwHhm则()0.5 (0.450.0472)0.2486TwHhm可见，符合防止淹塔要求()dTwHHh3. 雾沫夹带校核计算泛点率： 1F,1,11.36100%100%0.78vv vv LLLvFbvv vLvFTqqZFKC AqFKC A 1 2板上液体流径长度21.22 0.14880.

35、9024LdZDWm 板上液流面积21.13042 0.08160.9672bTfAAA 2m苯和甲苯可按正常系统按表 33 取物性系数，又由图 310 查得泛点1.0K 负荷系数，将以上数值代入式 1 得0.120FC ,11.36100%VV VV LLLVFbqqZFKC A2.720.8981.36 0.00214 0.9024800.2042.72100%47.45%1 0.120 0.9672按式 2 计算泛点率，得辽宁工业大学课程设计说明书（论文）20,1100%0.78VV VLVFTqFKC A2.720.898800.2042.72100%49.57%0.78 1.0 0.

36、120 1.1304计算出的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能过满足液汽0.1vekg/kg的要求。 3.4.10 塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线精馏段精馏段,11.36100%VV VV LLLVFbqqZFKC A对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为VLbAFCLZ已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得0.1Ve 出的关系式，据此作出雾沫夹带线。,V VV Lqq按泛点率=80%计算如下,2.721.360.9024800.2042.720.81.0 0.120 1.1304V VV Lqq整理得,1.8821.16V VV Lqq精 雾沫夹带线

37、数据3,/V Lqms0.0010.0010.0020.0023,/V Vqms1.8591.8591.8381.838辽宁工业大学课程设计说明书（论文）21提镏段提镏段,11.36100%VV VV LLLVFbqqZFKC A对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为VLbAFCLZ已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得0.1Ve 出的关系式，据此作出雾沫夹带线。,V VV Lqq按泛点率=80%计算如下,3.361.361.05764.93.360.81.0 0.120 1.3386V VV Lqq整理得,2.1222.9V VV Lqq提 雾沫夹带线数据3

38、,/V Lqms0.0010.0010.0020.0023,/V Vqms2.09712.09712.07422.07422.液泛线液泛线精馏段精馏段由确定液泛线()TWpLdcldHhhhhhhhh22/32,00036002.72()5.340.153121000V LV LVTWwLwwqquHhhEgl hl辽宁工业大学课程设计说明书（论文）22由于、及等均为定值而与有如下关系THWhwlLV00u,V Vq式中阀孔数与孔径亦定值,0204V Vqud NN0d222/3,0.01950.243691.43V VV LV Lqqq在操作范围内取若干个值,V Lq液泛线数据3,/V Lq

39、ms0.00050.00050.0010.0010.00150.00150.0020.0023,/V Vqms2.342.342.302.302.292.292.202.20提镏段提镏段由确定液泛线()TWpLdcldHhhhhhhhh22/32,00036002.84()5.340.153121000V LV LVTWwLwwqquHhhEgl hl由于由于、及等均为定值而与有如下关系THWhwlLV00u,V Vq式中阀孔数与孔径亦定值,0204V Vqud NN0d222/3,0.01960.234361.39V VV LV Lqqq在操作范围内取若干个值,V Lq液泛线数据3,/V L

40、qms0.00050.00050.0010.0010.00150.00150.0020.0023,/V Vqms2.282.282.272.272.252.252.212.21辽宁工业大学课程设计说明书（论文）233.液相符合上限线液相符合上限线精馏段精馏段液体的最大流量应保证在降液管中停留不低于 5 。依式知液体s,3600fTV LA Hq在降液管内停留时间,36005fTV LA Hsq求出上限液体流量值，在图上，液相负荷上限线为与气体流量,V Lq,V VV Lqq无关的竖直线。,V Vq以作为液体在降液管中停留时间的下限，则5s3,max0.0816 0.45()0.007/55fT

41、V LA Hqms提镏段提镏段液体的最大流量应保证在降液管中停留不低于 5 。依式知液体s,3600fTV LA Hq在降液管内停留时间,36005fTV LA Hsq求出上限液体流量值，在图上，液相负荷上限线为与气体流量,V Lq,V VV Lqq无关的竖直线。,V Vq以作为液体在降液管中停留时间的下限，则5s3,max0.1 0.45()0.009/55fTV LA Hqms4.漏液线精馏段精馏段对于 F1 型重阀，依计算，则005VFu05Vu辽宁工业大学课程设计说明书（论文）24又知，即2,004V Vqd Nu2,054V VVqd N式中、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限

42、值，据此作20dNV,V Vq出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则05F 222,000550.0391200.434442.72V VVqd Nud N3/ms提馏段提馏段对于 F1 型重阀，依计算，则005VFu05Vu又知，即2,004V Vqd Nu2,054V VVqd N式中、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作20dNV,V Vq出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则05F 222,000550.0391740.64443.36V VVqd Nud N3/ms5.液相负荷下限液相负荷下限精馏段精馏段取堰上液层高度00

43、.006whm辽宁工业大学课程设计说明书（论文）252/3,min03600()2.841000V LwwqhEl计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖,V Lq直直线。,min2/33600()2.840.061000V LwqEl取取，得，得1E 3/2,min0.006 10000.79()()0.000672.84 13600V Lq3/ms提馏段提馏段取堰上液层高度00.006whm2/3,min03600()2.841000V LwwqhEl计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖,V Lq直直线。,min2/33600()2.84

44、0.061000V LwqEl取取，得，得1E 3/2,min0.006 10000.91()()0.000782.84 13600V Lq3/ms6. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图精馏段精馏段根据本题附表 1、附表 2 及式（3）（5）可分别作出塔板负荷性能图上的 15 共五条线，见附图 4辽宁工业大学课程设计说明书（论文）26附图附图 3 3由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作 A（设计点） ，处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限：3( , )max1.923/v vqms气相负荷下限：3( ,

45、 )min0.61/v vqms所以：1.923.150.61操作弹性提馏段提馏段根据本题附表 1、附表 2 及式（3）（5）可分别作出塔板负荷性能图上的 15 共五条线，见附图 5辽宁工业大学课程设计说明书（论文）27附图附图 4 4由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作 A（设计点） ，处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限：3( , )max1.923/v vqms气相负荷下限：3( , )min0.61/v vqms所以：1.923.170.61操作弹性3.4.11 浮阁塔板工艺设计结果一览表

46、浮阀塔板工艺设计结果项目精馏段数值及说明提馏段数值及说明备注塔径 D/m1.21.2板间距 HT/m0.450.45塔板型式单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管分块式塔板辽宁工业大学课程设计说明书（论文）28空塔气速 u/(m/s)0.7940.754堰长 lw/m0.790.79堰高 hw/m0.00280.0023板上液层高度 hL/m0.050.05降液管底隙高度 h0/m0.0270.062浮阀数 N/个124123等腰三角形叉排阀孔气速 u0/(m/s)6.065.47阀孔动能因数 F01010.34临界阀孔气速 u0/(m/s)6.075.42孔心距 t/m0.0750.075指统一横

47、排的孔心距排间距 t/m0.0650.065指相邻两横排的中心线距离单板压降pp/Pa470533液体在降液管内停留时间 s13.4311.97降液管内清夜层高度Hd/m0.120.132泛点|%48.347.8气相负荷上限（qv,v）max1.921.9气相负荷下限（qv,v）min0.610.6雾沫夹带控制操作弹性3.153.17漏液控制第第 4 4 章章 塔附件设计塔附件设计4.1 附件的计算4.1.14.1.1 接管接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。F=8000Kg/h , =784.4Kg/ LFM3m则体积流量 管内

48、流速3800010.2/784.4FFFVmhsmu/6 . 1则管径4/36004 10.2/36000.044244.23.14 1.6FVdmmmu取进料管规格 452.5 则管内径 d=39mm辽宁工业大学课程设计说明书（论文）29进料管实际流速2244 10.2/36002.08/3.14 0.039FVum sd(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量skmolhkmolD/009. 0/26.32塔顶液相平均摩尔质量,平均密度78.70/DMkg kmol3804.96/LDmkg m则液体流量3/(32.26 78.70)/804.963.11/DDLDmVDMmh取管内流速

49、smuF/6 . 1则回流管直径muVdd0262. 06 . 114. 33600/11. 343600/4可取回流管规格 322.5 则管内直径 d=27mm回流管内实际流速smdVuF/51. 1027. 014. 33600/11. 34422(3)釜液排出管塔底 w=48.26kmol/h 平均密度3764.9/Lmkg m平均摩尔质量91.86/LWmMkg kmol体积流量：348.26 91.865.77/764.9LWmwLWmWMLmh取管内流速smu/6 . 1则44 5.77/36000.0343.14 1.6WLdmu可取回流管规格 382.5 则实际管径 d=33mm塔顶蒸汽接管实际流速smdLuW/71. 133. 014. 33600/27. 54/422 (6)法兰法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010辽宁工业大学课程设计说明书（论文）30回流管接